CN108686478A - 一种烟气脱硫及脱硫废水的处理方法与装置 - Google Patents

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Abstract

本发明涉及一种烟气脱硫及脱硫废水的处理方法，烟气预处理塔包括烟气/除盐水换热器和喷淋单元，在烟气/除盐水换热器中利用烟气使除盐水由液态变为气态进入气液分离器，气液分离后气相经压缩后进入脱硫塔顶排气筒内加热净化烟气；喷淋单元用于喷淋NaOH溶液使烟气温度降至酸露点温度以下，此时烟气进入袋式除尘器处理，处理后烟气进入脱硫塔；在脱硫塔底利用烟气对适量脱硫废水进行喷淋干燥，随后烟气进入脱硫区进行脱硫净化。本发明还涉及用于上述处理方法的处理装置。本发明方法和装置实现了净化烟气满足排放要求和烟气脱硫废水零排放的双重目的，同时消除了“白烟”和“蓝烟”，降低了烟气脱硫和脱硫废水的综合处理成本。

Description

一种烟气脱硫及脱硫废水的处理方法与装置
技术领域
本发明属于环保技术领域，具体涉及一种钠法烟气脱硫及产生的脱硫废水的处理方法与装置。
背景技术
自2003年以来，我国SO2排放总量一直居高不下，2014年我国SO2排放总量1974.4万吨，自2003年以来首次低于2000万吨。常用的烟气脱硫方法主要包括干法和湿法两种，与干法脱硫相比，湿法脱硫设备小，操作简单，且脱硫效率高，应用较为广泛，如钠法、镁法、氨法和钙法等，其中以钠法和钙法最多。湿法脱硫还可根据生成物是否有用，分为抛弃法和回收法，目前使用的回收法是石灰石-石膏法，但副产物-石膏的附加值较低，供过于求，同时石灰石-石膏法易造成设备或管道结垢和堵塞，脱硫装置操作较繁琐，现场卫生状况也较差。氨法脱硫虽能回收烟气中的硫资源，但产品硫酸铵可使土壤板结，现已很少单独使用，而且烟气中的重金属离子也全部进入硫酸铵产品中，对土壤造成二次污染，进而危害人类身体健康。钠法烟气脱硫为抛弃法，但因吸收效率高和吸收速率快，在对环保指标要求较高的地区经常采用。钠法烟气脱硫废水中的亚硫酸钠浓度通常约为7.5%-20%，为保证脱硫废水能够满足排放要求，在建设烟气脱硫装置时，必须同时建设烟气脱硫废水氧化处理装置。由于亚硫酸钠氧化速率较慢，通常需要5-8h，投资、占地和操作费用均较高。另外，钠法烟气脱硫装置排放的废水中具有很高的盐含量，而含盐废水的排放在很多地方已被明令禁止，因此，如何实现脱硫废水“零排放”和脱硫净化烟气达标排放双重目标成为人们特别关心的问题。
对高含盐废水的主要处理技术包括反渗透膜分离技术和多效蒸发技术。反渗透技术具有技术成熟等特点，但原水预处理流程较长、高含盐废水极易造成膜的堵塞，而且浓缩水得不到合理的利用，无法实现真正意义上的“零排放”。多效蒸发技术可以做到高倍数的浓缩，但对换热设备材质要求较高，投资随之增加。
此外，烟气脱硫装置净化烟气温度一般为40-60℃，大于环境温度，而且都是饱和烟气，当净化烟气经排气筒进入大气后，烟气中的饱和水汽遇冷凝结成水滴滴落到排气筒周围，形成“白烟”和“下雨”现象，这也是烟气脱硫装置普遍存在的现象。对该问题的解决方案之一就是设置烟气/净化烟气换热器，通过提高净化烟气温度使之处于不饱和状态，或者在净化烟气排空前设置冷凝装置，脱除烟气中的水分，但是两种方案均存在设备庞大，投资高等不足。因此，对该问题目前并没有切实可行的解决措施。
燃煤中可燃性硫在燃烧过程中会有约0.5%-2.0%被氧化转化为SO3；催化裂化装置再生烟气中约有5.0%-10%的SO2被转化为SO3；由于烟气脱硝装置广泛使用V2O5基催化剂，在经过脱硝处理后，烟气中有≯1.0%的SO2被转化为SO3。当温度超过200℃时，只要烟气中存在一定量水蒸汽，则大部分SO3都被转化为H2SO4蒸汽。当烟气温度低于H2SO4蒸汽的露点温度时，H2SO4蒸汽便冷凝形成硫酸液滴，其中粒径0.5-3μm的硫酸液滴会形成硫酸气溶胶或硫酸雾。通常，吸收塔均是按照脱除SO2设计，当含SO3的烟气进入吸收塔后，绝大部分SO3以硫酸气溶胶的形式排入大气，而当净化烟气中SO3浓度较高且含有硫酸气溶胶及其二次粒子时，其颗粒直径与可见光波长相当，对管线产生瑞利散射，在太阳管照射的反射侧烟气的烟羽呈现蓝色，而另一侧则呈现黄色。文献《燃煤烟气中SO3成因、影响及其减排对策》中，提及采用湿式静电除尘除雾器去除SO3，脱除率可以达到95%，但建设和运行费用比较高。
CN102335553A将钠基烟气脱硫废水通入双极膜电渗析装置，依靠膜的选择性透过作用和电解装置，使脱硫吸收剂再生，并副产硫酸，实现了脱硫废水“零排放”，但该技术电耗较高。CN103936220A首先将脱硫废水进行固液分离，然后利用蒸汽机械再压缩技术（MVR）回收亚硫酸钠或铵盐，该技术较好的解决了脱硫废水零排放问题，但烟气温度未得到降低，水耗仍较大，而且未涉及“白烟”问题。CN104801162A以氨水分别为还原剂和吸收剂对烟气进行脱硝和脱硫处理，净化烟气以湿式电除雾器脱除雾滴，可消除“烟羽”和“蓝烟”现象，但由于净化烟气排空前仍为饱和气体，温度较高，仍无法有效解决“白烟”问题，而且电除雾器电耗非常大。CN105152405A以氨和CO2为原料配置汲取液，从而大大提高反渗透膜对烟气脱硫废水中水的透过性，脱硫废水得到浓缩，然后分别采用精馏塔和汽提塔对汲取液和浓盐水进行净化处理脱除氨和CO2，最后对浓盐水进行结晶。该技术虽可实现脱硫废水零排放，但流程过长，设备投资较高。CN204786491U以锅炉省煤器后的高温烟气对脱硫废水进行蒸发回收固体，并以空气为热媒利用低温换热器中烟气余热对脱硫除尘后的净化烟气进行升温，解决了脱硫废水零排放和“白烟”问题。但该技术需要对锅炉省煤器进行较大的改动，以布置脱硫废水加热系统，投资较高；并且采用高温烟气蒸发后的水分与烟气一同进入到脱硫塔中循环利用，增加了脱硫废液的处理规模。
发明内容
针对现有技术的不足，本发明提供了一种烟气脱硫及脱硫废水的处理方法与装置。本发明方法和装置实现了净化烟气满足排放要求和烟气脱硫废水零排放的双重目的，同时消除了“白烟”和“蓝烟”，降低了烟气脱硫和脱硫废水的综合处理成本。
本发明烟气脱硫及脱硫废水零排放的处理方法，包括如下内容：烟气预处理塔包括烟气/除盐水换热器和喷淋单元，在烟气/除盐水换热器中利用烟气使除盐水由液态变为气态进入气液分离器，气液分离后气相经压缩后进入脱硫塔顶的排气筒内加热净化烟气，产生的蒸汽凝结水进入除盐水系统中；喷淋单元用于喷淋NaOH溶液，使烟气温度降至酸露点温度以下，此时烟气进入袋式除尘器中，脱除烟气中的粉尘和硫酸液滴/硫酸钠，随后进入脱硫塔；在脱硫塔底利用除尘烟气对适量脱硫废水进行喷淋干燥，回收固体盐；随后烟气进入脱硫塔内脱硫区进行脱硫净化，净化烟气经排气筒排出。
本发明中，所述烟气预处理塔由上至下依次为烟气/除盐水换热器和喷淋单元，烟气由塔顶进入。烟气/除盐水换热器为盘管式换热器，除盐水走管程。在烟气/除盐水换热器烟气出口处设喷淋单元，用于喷射NaOH溶液。
本发明中，根据入口烟气中SO3浓度的不同，控制换热后的烟气温度高于酸露点温度5-10℃，喷淋NaOH溶液后的烟气温度降至酸露点温度以下1-10℃；喷淋的NaOH溶液的质量浓度一般为0.2%-10%，优选1%-5%。
本发明中，烟气预处理塔出口烟气为含一定量水蒸气与硫酸雾滴/硫酸钠的烟气，进入袋式除尘器处理。袋式除尘器为并列设置的两组及以上，均设有反吹清灰系统，可以交替运行。控制袋式除尘器的过滤速度为0.5-5.0m/s，当袋式除尘器压降达到0.5-1.3kPa时，启动反吹清灰系统。反吹清灰系统主要包括压缩空气管线和文丘里管，文丘里管设于每个除尘布袋底部出口处，用于对除尘布袋进行反吹清灰。压缩空气管线设于除尘布袋底部的排气管内，排气管与脱硫塔通过连接烟道连通，除尘后烟气通过连接烟道进入脱硫塔。
本发明中，脱硫塔由上至下依次为排气筒、除雾器、脱硫区和喷淋干燥区。其中，排气筒内设有加热盘管，用于加热净化烟气。除雾器为丝网除雾器、人字形除雾器、电除雾器或填料式除雾器，优选电除雾器，操作电压为30-80kV。脱硫区采用喷淋形式，由多级吸收单元构成，每一级吸收单元包括喷淋管线、喷嘴、持液槽和持液槽上部设置的防雨帽等，持液槽间隔设置，中间为气相通道。喷淋的吸收液经防雨帽流入持液槽后进行循环吸收，每一级持液槽吸收液由上一级持液槽溢流产生。当喷嘴喷出的吸收液经过防雨帽以及由持液槽溢流进入下一级吸收单元时均可形成液膜，并与经气相通道向上流动的气相呈错流接触，从而实现一次喷淋、多次气液接触和吸收，增大脱硫效果。同时，通过设置气相通道，使气液两相在气相通道内进行接触，可降低脱硫反应器安装高度和循环泵能耗。
本发明中，脱硫反应区吸收液使用质量浓度为1%-40%，优选20%-30%的NaOH溶液，通过控制循环吸收液pH值为6.5-8.5以调节新鲜吸收液的补充量，循环吸收液的液气比为2:1-8:1，优选3:1-5:1。喷淋干燥区液量为循环吸收液总量的0.1%-5%，优选为1%-3%。
本发明中，吸收液循环管线上设置有循环水冷却系统，冷却后的循环吸收液的温度为40-45℃，可将脱硫净化烟气的温度保持在43-48℃，脱硫净化烟气中的水蒸汽含量处于较低水平，在对脱硫净化烟气加热后，其不饱和度增加，使得烟气在排空后能够及时消散，而不致产生“白烟”或“下雨”现象。
本发明中，经烟气预处理塔加热蒸发后的除盐水进入气液分离器，操作表压为0.1-0.2MPaG，气相进入蒸汽压缩机，控制蒸汽压缩机出口压力为0.1-0.5MPaG。压缩后蒸汽进入脱硫塔顶排气筒内加热盘管，加热净化烟气，使之达到不饱和状态，产生的蒸汽凝结水进入烟气/除盐水换热器中，排气筒内换热后的凝结水温度为50-90℃。
本发明中，所述烟气为含有SOx、粉尘等的含硫烟气，如可以是催化裂化再生烟气、燃煤锅炉烟气、燃油锅炉烟气、工艺炉尾气或工艺尾气等，含硫烟气的初始温度通常为150-200℃。
本发明中，烟气脱硫方法为钠法脱硫，烟气脱硫废液为亚硫酸钠溶液，其中亚硫酸钠的质量浓度为7.5%-20%。
本发明还提供了用于上述烟气脱硫及脱硫废水的处理装置，主要包括烟气预处理塔、袋式除尘器、脱硫塔、气液分离器和蒸汽压缩机，其中，烟气预处理塔包括烟气/除盐水换热器和喷淋单元，烟气/除盐水换热器是利用烟气使除盐水由液态变为气态，喷淋单元用于喷射NaOH溶液使出口烟气温度降至酸露点温度，此时烟气进入袋式除尘器；袋式除尘器用于脱除烟气中的粉尘和硫酸液滴/硫酸钠，随后进入脱硫塔；脱硫塔由上至下依次为排气筒、除雾器、脱硫区和喷淋干燥区，喷淋干燥区用于除尘烟气对适量脱硫废水进行喷淋干燥，回收固体盐，随后烟气进入脱硫区进行脱硫净化；气液分离器用于对加热后的除盐水进行气液分离，气相进入蒸汽压缩机压缩后用于排气筒加热净化烟气。
与现有技术相比，本发明具有如下优点：
（1）实现了烟气温度、SO2浓度与吸收液量之间的合理匹配。即在烟气温度及SO2浓度较高的喷淋干燥区，以少量脱硫废水与之接触，保证了脱硫废水被完全蒸发而析出固体盐，并保证盐中Na2SO3的纯度，而烟气向上分别进入每一级吸收单元，随着烟气中SO2浓度的逐渐降低，吸收液量逐渐增加，保证了烟气的达标排放。
（2）烟气在烟气/除盐水换热器中与除盐水换热后，以适量NaOH溶液进行喷淋，使其中SO3转化为硫酸液滴/硫酸钠，增加了烟气中水蒸汽含量，提高了烟气酸露点，减轻了酸露点下硫酸对金属管道或设备的腐蚀，而且使烟气中部分SO3转化为盐晶微粒，通过袋式除尘器可将烟气中0.1μm以上的颗粒全部过滤掉，从而将烟气中的硫酸液滴/硫酸钠连同粉尘一起捕集下来，提高了处理效果，消除了“蓝烟”。
（3）通过降低循环吸收液温度，以降低净化烟气温度，从而降低其中的水蒸汽含量；并利用烟气/除盐水换热产生的蒸汽对净化烟气进行换热升温，以提高烟气不饱和度，可将脱硫净化烟气温度升高20-40℃，从而消除排气筒周围的“白烟”，热量得到有效利用，换热设备所占用空间大大减小。
（4）采用除盐水与烟气换热，除盐水可实现循环使用，不需额外补充；产生的蒸汽热量得到有效利用，产生的蒸汽凝结水为软化水，可直接进入除盐水循环系统，减少了新鲜除盐水补充量。
（5）脱硫废水直接与烟气接触换热生产亚硫酸钠固体，与常规多效蒸发相比，本发明回收盐结晶的方法操作费用大大减少。
（6）烟气脱硫装置排气筒一般高20-40m，加热盘管设置其中，无需占用更多空间。与传统脱硫废水零排放工艺相比，设备数量和投资大大减少。
附图说明
图1是本发明处理方法与处理装置的一种流程示意图。
图2是本发明袋式除尘器、排气管、连接烟道的布置示意图。
图3是本发明脱硫区采用三级吸收单元的结构示意图。
具体实施方式
下面结合附图和实施例对本发明处理方法及处理装置进行详细说明，但不因此限制本发明。
本发明烟气脱硫及脱硫废水的处理装置如图1所示，主要包括烟气预处理塔10、袋式除尘器11、脱硫塔16、气液分离器4、蒸汽压缩机6。其中，烟气预处理塔10包括上部烟气/除盐水换热器2和下部喷淋单元28，烟气1由塔顶进入，烟气/除盐水换热器2利用烟气余热使除盐水3由液态转化为气态；烟气/除盐水换热器2采用盘管式换热器，除盐水走管程。喷淋单元28用于喷射NaOH溶液7，使出口烟气温度降至酸露点温度以下1-10℃，此时烟气进入袋式除尘器11。袋式除尘器11用于脱除烟气中的粉尘和硫酸液滴/硫酸钠。脱硫塔16内由下向上依次为喷淋干燥区21、脱硫区20、除雾器19和排气筒17，喷淋干燥区21用于烟气与适量脱硫废水25直接接触，使其蒸发生产固体盐22，落入锥形漏斗后，由阀门39控制排出，可防止烟气泄漏。随后烟气进入脱硫区20进行脱硫净化；气液分离器4用于对加热后除盐水进行气液分离，气相蒸汽5进入蒸汽压缩机6压缩后用于排气筒17加热净化烟气26，使之达到不饱和状态，产生的蒸汽凝结水9通过疏水阀8进入烟气/除盐水换热器中，排气筒内换热后的凝结水温度为50-90℃。
进一步地，除盐水3与烟气/除盐水换热器2液相入口连接，出口与气液分离器4入口连接，气液分离器4出口与蒸汽压缩机6入口连接，蒸汽压缩机6出口与排气筒17内的加热盘管18气相入口连接，加热盘管18液相出口通过疏水阀9与加热盘管液相入口连接，形成除盐水/蒸汽的循环。
进一步地，袋式除尘器为并列设置的两组及以上，均设有反吹清灰系统，可以交替运行，底部设有灰斗13，用于收集灰尘14。反吹清灰系统主要包括压缩空气管线29和文丘里管30，文丘里管设于每个除尘布袋31底部出口处，用于对除尘布袋进行反吹清灰。压缩空气管线设于除尘布袋底部的排气管12内，排气管与脱硫塔16通过连接烟道15连通，除尘后烟气通过连接烟道进入脱硫塔。
进一步地，排气筒17内设加热盘管18，用于加热净化烟气26。除雾器19为丝网除雾器、人字形除雾器、电除雾器或填料式除雾器，优选电除雾器。脱硫区20采用喷淋形式，由多级吸收单元38构成，每一级吸收单元包括喷淋管线40、喷嘴37、持液槽33和持液槽上部设置的防雨帽32，持液槽间隔设置，中间为气相通道34。喷淋吸收液经防雨帽流入持液槽后进行循环吸收，每一级持液槽吸收液由上部持液槽溢流产生。当吸收液由防雨帽下落至持液槽以及由持液槽溢流至下部吸收单元过程中，形成液膜，与向上进入气相通道和由气相通道出来的烟气错流接触，从而脱除烟气中的SO2。具体通过附图3所示的三级吸收单元进行说明，由下向上依次为一级吸收单元38-1、二级吸收单元38-2和三级吸收单元38-3，在烟气进入一级/二级/三级吸收单元后，使用的吸收液量/吸收剂逐级增加，而烟气中的SO2浓度逐级降低，实现了烟气与吸收液/吸收剂的合理匹配，从而保证了烟气的达标排放。最终，吸收液由一级吸收单元持液槽33-1液相出口经循环泵23排出后分为两路，一路以脱硫废水25的形式通过喷淋管线40-1进入一级吸收单元38-1，不经过一级吸收单元防雨帽32-1和一级吸收单元持液槽33-1，直接由一级吸收单元气相通道喷淋，与除尘烟气逆流接触，在喷淋干燥区进行干燥；另一路作为循环吸收液24补充新鲜吸收剂35后分别进入二级吸收单元38-2和三级吸收单元38-3中，进入三级吸收单元的循环吸收液首先加入补充水36，随后经三级吸收单元喷淋管线40-3进入三级吸收单元38-3，经三级吸收单元防雨帽32-3进入三级吸收单元持液槽33-3；进入二级吸收单元的循环吸收液经二级吸收单元喷淋管线40-2进入二级吸收单元38-2，不经过二级吸收单元防雨帽32-2和二级吸收单元持液槽33-2，直接由二级吸收单元气相通道喷淋进入一级吸收单元，烟气流经二级吸收单元气相通道过程中，由于流通面积减小，气速增加，气相对喷淋液产生强烈的风力切割作用，大大强化了气液两相之间的气液传质效果。同时，相比于由防雨帽上部进行喷淋，二级吸收单元高度减小，电耗降低。此过程中，脱硫废水25为循环吸收液总量（循环吸收液24和脱硫废水25的总和）的0.1%-5%，优选为1%-3%。
本发明中，当烟气由一级吸收单元向上通过气相通道时，与气相通道内喷淋而下的脱硫废水25逆流接触，对烟气脱硫后直接进入喷淋干燥区，产生固体盐排出装置。
本发明中，控制脱硫废水25的液量，可利用较少量的脱硫废水与较高浓度的烟气逆流接触，充分发挥吸收液的吸收作用，消除其中的碱性物质，保证盐结晶中Na2SO3的纯度，并在与烟气逆流接触过程中，被烟气蒸发浓缩产生盐结晶排出装置。
采用上述装置的烟气脱硫及脱硫废水的处理方法：（1）在烟气预处理塔10上部的烟气/除盐水换热器2中利用烟气1使除盐水3由液态转化为气态进入气液分离器4，在预处理塔下部喷射NaOH溶液，使出口烟气温度降至酸露点温度以下，此时烟气进入袋式除尘器11；（2）在袋式除尘器11中脱除烟气中的粉尘和硫酸液滴/硫酸钠，产生的粉尘14进入灰斗13排出装置，随后烟气进入脱硫塔16；（3）在脱硫塔底的喷淋干燥区21利用除尘烟气对脱硫废水进行喷淋干燥，回收固体盐22；随后烟气进入脱硫区20进行脱硫净化，经除雾器19除雾后，进入排气筒17，经蒸汽加热升温后排入大气；（4）利用气液分离器4对加热后除盐水进行气液分离，气相经蒸汽压缩机6压缩后进入脱硫塔顶的排气筒17内加热净化烟气，产生凝结水9经疏水阀8进入除盐水中。
本发明中，当烟气经换热降温和NaOH溶液喷淋降温至酸露点后，烟气中的SO3与水蒸汽结合生成硫酸雾/硫酸液滴，之后与NaOH溶液发生中和反应生成硫酸雾或硫酸液滴，使之转化为Na2SO4，可减轻酸露点下硫酸对金属设备或管道的腐蚀。此时，将发生以下反应：H2SO4+2NaOH→Na2SO4+2H2O。本发明充分利用烟气余热生产蒸汽和脱硫废水中所含固体盐粉末，所生产蒸汽可将脱硫净化烟气升温25-50℃，从而消除“白烟”现象。而通过增加蒸汽含量使烟气降至酸露点温度，并利用NaOH溶液和袋式除尘器脱除烟气中的SO3，从而消除蓝烟。
实施例1
某锅炉经烟气脱硝处理后的烟气组成如表1。
表1 某锅炉烟气经脱硝后的含硫烟气组成
根据以下公式计算脱硫处理前后的烟气酸（硫酸）露点温度：
其中，[H 2 O]——烟气中水蒸气的含量，vol%。
[SO 3 ]——烟气中三氧化硫含量，vol %。
不同水蒸汽含量和不同SO3浓度下的硫酸露点温度见表2。
表2 不同水蒸汽含量不同SO3浓度下的烟气露点
采用本发明附图1所述的处理装置：所述烟气预处理塔上部的烟气/除盐水换热器采用盘管式换热器，烟气由塔顶进入，除盐水走管程。具体操作条件：（1）控制换热后烟气温度114℃，在烟气/除盐水换热器出口喷淋质量浓度为1.4%的NaOH溶液，进入袋式除尘器的烟气中水蒸汽含量为13%，烟气温度为105℃，低于烟气酸露点温度107℃。（2）袋式除尘器为两组，交替运行；控制袋式除尘器的过滤速度为2.0m/s；当袋式除尘器压降达到1.0kPa时，启动反吹清灰系统。（3）脱硫区采用三级吸收单元，以质量浓度为20%的NaOH溶液为吸收剂进行烟气脱硫，控制循环吸收液pH值为7.0-7.5以调节新鲜吸收液的补充量，循环吸收液的液气比3:1，喷淋干燥区液量为循环吸收液总量的0.8%，二级吸收单元与三级吸收单元液量比为1:2。净化烟气中SO2浓度＜50mg/Nm3，产生含亚硫酸钠的脱硫废水7.7t/h，其中亚硫酸钠溶液的质量浓度为10%。（4）除雾器采用电除雾器，操作电压50kV。（5）控制循环吸收液的温度为40℃，吸收液循环量697m3/h。（6）气液分离器操作压力0.15MPaG，蒸汽压缩机出口蒸汽压力0.3MPaG。（7）排气筒内换热后的凝结水温度为85℃。
效果：（1）进入脱硫塔的烟气中SO3浓度未检出；（2）经加热盘管加热后，脱硫净化烟气温度由除雾器出口的50℃升高至82℃，水蒸气含量为9.5%，达到不饱和状态，净化烟气消散前，在环境空气温度10℃时，肉眼看不出排气筒周围存在“白烟”，在阳光下无“蓝烟”现象；（3）每天回收亚硫酸钠固体粉末36.7吨，无废水排放，节省了脱硫废水氧化处理系统投资约480万元；（4）应用本发明前，脱硫系统补充水量14.4t/h，应用本发明后，脱硫系统补充水7.99t/h，节约用水6.41t/h。（5）净化烟气中粉尘浓度10mg/Nm3。
实施例2
烟气SO2浓度2500mg/Nm3，SO3浓度200mg/Nm3，烟气量和其它参数与实施例1相同。采用与实施例1相同的处理装置。具体操作条件：（1）控制换热后烟气温度为115℃，在烟气/除盐水换热器出口喷淋质量浓度为1.6%的NaOH溶液，进入袋式除尘器的烟气中水蒸汽含量为15%，烟气温度为107℃，低于烟气酸露点温度110℃。（2）控制袋式除尘器的过滤速度为1.0m/s；当袋式除尘器压降达到1.0kPa时，启动反吹清灰系统。（3）以质量浓度为30%的NaOH溶液为吸收剂进行烟气脱硫，控制循环吸收液pH值为7.5-8.0以调节新鲜吸收液的补充量，循环吸收液的液气比2:1，喷淋干燥区液量为循环吸收液总量的1.4%，二级吸收单元与三级吸收单元液量比为2:3。净化烟气中SO2浓度＜50mg/Nm3，产生含亚硫酸钠的脱硫废水8.8t/h，其中亚硫酸钠溶液的质量浓度为11%。（4）除雾器采用电除雾器，操作电压60kV。（5）控制循环吸收液的温度为42℃，吸收液循环量465m3/h。（6）气液分离器操作压力0.2MPaG，蒸汽压缩机出口蒸汽压力0.50MPaG。（7）排气筒内换热后的凝结水温度为85℃。
效果：（1）进入脱硫塔的烟气中SO3浓度未检出；（2）经加热盘管加热后，脱硫净化烟气温度由除雾器出口的51℃升高至85℃，水蒸气含量为10%，达到不饱和状态，净化烟气消散前，在环境空气温度10℃时，肉眼看不出排气筒周围存在“白烟”，在阳光下无“蓝烟”现象；（3）每天回收亚硫酸钠固体粉末17.05吨，无废水排放，节省了脱硫废水氧化处理系统投资约490万元；（4）应用本发明前，脱硫系统补充水量15.24t/h，应用本发明后，脱硫系统补充水8.64t/h，节约用水6.6t/h。（5）净化烟气中粉尘浓度10mg/Nm3。
实施例3
处理流程及操作条件同实施例1。不同在于：在除尘脱硫塔的除尘脱硫区装填由CN104607009A所述的纺锤形规整填料。
效果：净化烟气中SO3未检出，粉尘浓度3mg/Nm3。
比较例1
处理烟气、流程及操作条件同实施例1。不同在于：在烟气/除盐水换热器烟气出口处不设置NaOH喷淋单元。效果：进入脱硫塔的烟气中SO3浓度约160mg/Nm3，脱硫净化烟气中SO3浓度约120mg/Nm3，在阳光照射下，“蓝烟”现象非常明显。
比较例2
处理烟气、流程及操作条件同实施例1。不同在于：以电除尘器代替袋式除尘器，电除尘器操作电压65kV。效果：进入脱硫塔的烟气中SO3浓度约30mg/Nm3，粉尘浓度80mg/Nm3。
比较例3
处理烟气、流程及操作条件同实施例1。不同在于：控制烟气/除盐水换热器换热后的烟气温度为100℃。效果：烟气/除盐水换热器换热盘管严重腐蚀，并有除盐水流出蒸发进入烟气。
比较例4
处理流程及操作条件同实施例1。不同之处在于：未控制循环吸收液的温度，即不设置循环水冷却系统。效果：循环吸收液温度可达58℃，净化烟气中水蒸汽含量15%。

Claims (14)

1.一种烟气脱硫及脱硫废水的处理方法，其特征在于包括如下内容：烟气预处理塔包括烟气/除盐水换热器和喷淋单元，在烟气/除盐水换热器中利用烟气使除盐水由液态变为气态进入气液分离器，气液分离后气相经压缩后进入脱硫塔顶的排气筒内加热净化烟气，产生的蒸汽凝结水进入除盐水系统中；喷淋单元用于喷淋NaOH溶液，使烟气温度降至酸露点温度以下，此时烟气进入袋式除尘器中，脱除烟气中的粉尘和硫酸液滴/硫酸钠，随后进入脱硫塔；在脱硫塔底利用除尘烟气对适量脱硫废水进行喷淋干燥，回收固体盐；随后烟气进入脱硫塔内脱硫区进行脱硫净化，净化烟气经排气筒排出。
2.根据权利要求1所述的方法，其特征在于：烟气/除盐水换热器为盘管式换热器，除盐水走管程；在烟气/除盐水换热器烟气出口处设喷淋单元。
3.根据权利要求1所述的方法，其特征在于：根据入口烟气中SO3浓度的不同，控制换热后的烟气温度高于酸露点温度5-10℃，喷淋NaOH溶液后的烟气温度降至酸露点温度以下1-10℃；喷淋的NaOH溶液的质量浓度为0.2%-10%，优选为1%-5%。
4.根据权利要求1所述的方法，其特征在于：袋式除尘器为并列设置的两组及以上，均设有反吹清灰系统，可以交替运行；控制袋式除尘器的过滤速度为0.5-5.0m/s，当袋式除尘器压降达到0.5-1.3kPa时，启动反吹清灰系统。
5.根据权利要求4所述的方法，其特征在于：反吹清灰系统主要包括压缩空气管线和文丘里管，文丘里管设于每个除尘布袋底部出口处，用于对除尘布袋进行反吹清灰；压缩空气管线设于除尘布袋底部的排气管内，排气管与脱硫塔通过连接烟道连通，除尘后烟气通过连接烟道进入脱硫塔。
6.根据权利要求1所述的方法，其特征在于：脱硫塔由上至下依次为排气筒、除雾器、脱硫区和喷淋干燥区；其中，排气筒内设有加热盘管，用于加热净化烟气；除雾器为丝网除雾器、人字形除雾器、电除雾器或填料式除雾器，优选电除雾器；脱硫区采用喷淋形式，由多级吸收单元构成，每一级吸收单元包括喷淋管线、喷嘴、持液槽和持液槽上部设置的防雨帽，持液槽间隔设置，中间为气相通道。
7.根据权利要求1或6所述的方法，其特征在于：脱硫塔的吸收液使用质量浓度为1%-40%，优选为10%-30%的NaOH溶液，通过控制循环吸收液pH值为6.5-8.5以调节新鲜吸收液的补充量，循环吸收液的液气比2:1-8:1，优选为3:1-5:1。
8.根据权利要求7所述的方法，其特征在于：喷淋干燥区液量为循环吸收液总量的0.1%-5%，优选为1%-3%。
9.根据权利要求1所述的方法，其特征在于：吸收液循环管线上设置有循环水冷却系统，冷却后的循环吸收液的温度为40-45℃。
10.根据权利要求1所述的方法，其特征在于：经烟气预处理塔加热后的除盐水进入气液分离器，操作表压为0.1-0.2MPaG，气相进入蒸汽压缩机，控制蒸汽压缩机出口压力为0.1-0.5MPaG。
11.根据权利要求1所述的方法，其特征在于：排气筒内换热后的凝结水温度为50-90℃。
12.根据权利要求1所述的方法，其特征在于：所述烟气为含有SOx、粉尘的催化裂化再生烟气、燃煤锅炉烟气、燃油锅炉烟气、工艺炉尾气或工艺尾气，含硫烟气的初始温度通常为150-200℃。
13.根据权利要求1所述的方法，其特征在于：烟气脱硫方法为钠法脱硫，烟气脱硫废液为亚硫酸钠溶液，其中亚硫酸钠的质量浓度为7.5%-20%。
14.一种用于权利要求1-13所述方法的烟气脱硫及脱硫废水的处理装置，其特征在于主要包括烟气预处理塔、袋式除尘器、脱硫塔、气液分离器和蒸汽压缩机，其中烟气预处理塔包括烟气/除盐水换热器和喷淋单元，烟气/除盐水换热器利用烟气使除盐水由液态转化为气态，喷淋单元用于喷射NaOH溶液使烟气温度降至酸露点温度以下，此时烟气进入袋式除尘器；袋式除尘器用于脱除烟气中的粉尘和硫酸液滴/硫酸钠，随后进入脱硫塔；脱硫塔由上至下依次为排气筒、除雾器、脱硫区和喷淋干燥区，喷淋干燥区用于除尘烟气对适量脱硫废水进行喷淋干燥，回收固体盐，随后烟气进入脱硫区进行脱硫净化；气液分离器用于对加热后除盐水进行气液分离，气相进入蒸汽压缩机压缩后用于排气筒加热净化烟气。
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